CN111479903A - 用于将烃裂化成较轻烃的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种用于催化裂化新鲜重质烃进料以产生裂化的产物的方法和设备。可以获得所述裂化的产物的一部分以在下降管反应器中将其再裂化。所述下降管反应器可对轻质烯烃产生高选择性。来自两个反应器的废催化剂可以在同一再生器中再生。

Description

用于将烃裂化成较轻烃的方法和设备
技术领域
该领域是烃的流化催化裂化(FCC)。
背景技术
目前已有50多年历史的FCC技术已经经历了持续的改进，并且仍然是许多精炼厂汽油生产的主要来源。这种汽油以及较轻产物是由于裂化较重、价值较低的烃原料诸如瓦斯油而形成的。
流化催化裂化(FCC)是通过使流化反应区中的较重烃与催化颗粒材料接触而实现的催化烃转化方法。与加氢裂化相反，催化裂化中的反应在不存在大量添加的氢气或消耗氢气的情况下进行。随着裂化反应进行，大量的被称为焦炭的高度含碳材料沉积在催化剂上，从而产生焦化的或废催化剂。在反应器容器中将汽化的较轻产物与废催化剂分离。废催化剂可以在惰性气体诸如蒸汽上进行汽提，以从废催化剂中汽提所夹带的含烃气体。在再生区操作中用氧气进行的高温再生从可能已经汽提的废催化剂中燃烧焦炭。可以由这种方法产生多种产物，包括石脑油产物和/或轻质产物，诸如丙烯和/或乙烯。
用于使FCC催化剂与进料接触非常短的接触时间的方法和设备包括用于与进料接触短于1秒的接触时间随后快速分离的降幕(falling-curtain)式装置。该超短接触时间***通过使用先前已接触进料相对短时间的高活性沸石催化剂提高对汽油的选择性，同时减少焦炭和干气的产生。
需要用于通过催化裂化产生轻质烯烃的改进的方法和设备。
发明内容
我们发现了一种用于催化裂化新鲜重质烃进料以产生裂化的产物的方法和设备。可以作为裂化的产物的一部分的第二烃进料可以被回收以在下降管反应器中将其再裂化。下降管反应器可以产生对轻质烯烃具有高选择性的较轻产物。
本发明的附加特征和优点将从本文所提供的本发明的说明书、附图和权利要求显而易见。
附图说明
图1为FCC单元的示意图。
定义
术语“连通”意指在枚举的部件之间可操作地允许物质流动。
术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分物质可以从与其连通的对象可操作地流动。
术语“上游连通”意指在上游连通中从主体流出的至少一部分物质可以可操作地流向与其连通的对象。
术语“直接连通”意指从上游部件流动进入下游部件，而不会由于物理分馏或化学转化而发生组成变化。
术语“间接连通”意指在由于物理分馏或化学转化而发生组成变化后，从上游部件流动进入下游部件。
术语“绕过”意指对象至少在绕过的范围内与绕过主体失去下游连通。
如本文所用，术语“沸点温度”意指由观察到的沸腾温度和蒸馏压力计算得出的大气压等效沸点(AEBP，如使用ASTM D1160附录A7，标题为“将观察的蒸气温度转换为大气压等效温度的实践”(Practice for Converting Observed Vapor Temperatures toAtmospheric Equivalent Temperatures)中所提供的公式计算。
如本文所用，术语“真沸点”(TBP)意指与ASTM D-2890相对应的用于确定物质的沸点的测试方法，其用于生产可获得分析数据的标准化质量的液化气体、馏分和残余物，以及通过质量和体积两者确定上述馏分的收率，从所述质量和体积使用十五个理论塔板在回流比为5：1的塔中得到蒸馏温度与质量％的关系图。
如本文所用，术语“T5”或“T95”分别是指使用ASTM D-86或者TBP(视情况而定)得出的5质量百分比或95质量百分比的样品沸腾的温度。
如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D-7169、ASTM D-86或TBP(视情况而定)得出的样品开始沸腾时的温度。
如本文所用，术语“端点”(EP)意指使用ASTM D-7169、ASTM D-86或TBP(视情况而定)得出的样品全部沸腾时的温度。
如本文所用，“真空瓦斯油”意指通过大气的真空分馏所制备的，具有至少232℃(450°F)的IBP，288℃(550°F)和390℃(700°F)、通常不超过343℃(650°F)的T5，介于510℃(950°F)和570℃(1058°F)之间的T95，和/或不超过626℃(1158°F)的EP的烃物质，如通过任何标准气相色谱模拟蒸馏法诸如ASTM D2887、D6352或D7169所测定的，其全部被石油工业所使用。
如本文所用，“常压渣油”意指从常压原油蒸馏塔的底部料流获得的，具有至少232℃(450°F)的IBP，288℃(550°F)和390℃(700°F)、通常不超过343℃(650°F)的T5，和介于510℃(950°F)和700℃(1290°F)之间的T95的烃物质。
如本文所用，“真空渣油”意指以至少500℃(932°F)的IBP沸腾的烃物质。
如本文所用，术语“重质真空瓦斯油”意指在介于427℃(800°F)与538℃(975°F)AEBP之间范围内沸腾的烃物质，如由任何标准气相色谱模拟蒸馏法诸如ASTM D2887、D6352或D7169所测定的，其全部被石油工业所使用。
如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐是可与可在较高的压力处操作的分离器下游连通的一种类型的分离器。
如本文所用，术语“主要的”或“占优势”意指大于50％，适当地大于75％，并且优选地大于90％。
具体实施方式
所提出的方法和设备使用提升管反应器来初始裂化新鲜重质烃进料流。可以是裂化的重质烃进料流的一部分的较轻烃进料流在下降管型催化裂化反应器中进一步裂化以实现更高的轻质烯烃收率。两个反应器可以使用相同的催化剂组合物，并且可以被进料来自共同再生器的再生催化剂。
图1示出了装备用于处理新鲜烃进料流的设备和方法10，其中相同的数字表示相同的部件。设备和方法10通常包括提升管反应器20、下降管反应器30、再生器50和主分馏塔90。
提升管反应器20可包括竖直管。新鲜进料管线8中的新鲜烃进料流可以通过一个或多个进料分配器12分配到提升管反应器20。常规FCC原料和较高沸点烃原料是合适的新鲜烃进料流。最常见的此类常规新鲜烃原料为“真空瓦斯油”(VGO)，它通常为通过常压渣油的真空分馏制备的具有一定的沸点范围的烃材料，该沸点范围为至少232℃(450°F)的IBP、至少288℃(550°F)至343℃(650°F)的T5、介于510℃(950°F)和570℃(1058°F)之间的T95以及不超过626℃(1158°F)的EP。此类镏分通常包含低浓度焦炭前体，并且重金属污染(其可起到污染催化剂的作用)程度低。常压渣油是从常压原油蒸馏塔的底部获得的合适原料，其沸点为至少315℃(600°F)的IBP、介于340℃(644°F)和360℃(680°F)之间的T5以及介于700℃(1290°F)和900℃(1652°F)之间的T95。常压渣油通常包含高浓度焦炭前体，并且金属污染程度高。可用作新鲜烃进料流的其他重质烃原料包括来自下列的重质底物：原油、重质沥青原油、页岩油、焦油砂提取物、脱沥青残渣、煤液化产物和真空减压原油。新鲜烃原料也包括上述烃的混合物，并且上述列表并非详尽无遗。
第一再生催化剂导管14连接到提升管20。在提升管20中，第一再生催化剂导管14中的第一再生催化剂流可以从再生器70通过控制阀和U形弯头或丫形叉管输送，并被来自提升气体分配器16的惰性气体诸如蒸汽提升。惰性气体将第一再生催化剂流提升至与来自管线8的通过一个或多个进料分配器12的新鲜重质烃进料流接触。新鲜烃进料流与向上上升的第一再生催化剂流接触。来自再生催化剂的热量使新鲜烃进料流汽化，该新鲜烃进料流在与催化剂接触时将大的烃分子裂化为较小的烃分子，产生裂化的烃流。在该接触期间，当裂化的烃流和废催化剂流两者作为混合物向上输送到提升管20时，在催化剂上生成焦炭，产生第一废催化剂流。
提升管20中的裂化的烃产物和废催化剂的混合物可以从提升管出口20o排放到沉降器22中。切向设置的入口管道24可以在一端连接到沉降器22，并且在另一端连接到提升管出口20o。在一方面，入口管道24可以将混合物从提升管20输送到沉降器22中。沉降器22连接到提升管20的上端，用于使裂化的产物与废催化剂分离。
沉降器22包括圆柱形壁22w，并且入口管道24可以与该圆柱形壁切向地设置，以便将混合物切向地排放到沉降器22中，以引起第一废催化剂流与气态裂化的烃流离心分离。
气态裂化的烃流从沉降器通过向下渐缩的气体导管25向上上升进入增压室26，并且第一废催化剂流通过下降气道(down comer)28向下下降进入下降管反应器30的反应器室32。反应器室32设置在沉降器22的下方。在增压室26与反应器室32之间延伸的通气管34使两个容器之间的压力平衡。增压室26在沉降器22上方收集裂化的产物。
旋风分离器36可以通过进气导管38进料来自增压室的裂化的产物流。进气导管38可以在一端连接到增压室26，并且在另一端切向地连接到旋风分离器36。旋风分离器36包括圆柱形壁36w，并且进气导管38可以与圆柱形壁36w切向地设置，以便将裂化的产物流切向地排放到旋风分离器36中，以引起裂化的产物流离心分离，从而进一步从气态裂化的烃流中除去废催化剂颗粒。进一步纯化的裂化的产物流在产物排气口40中离开旋风分离器36，并且浸入支管42将废催化剂颗粒输送到反应器室32。浸入支管42连接到反应器室32。可以利用一个或多个内部或外部旋风分离器36。
提升管反应器20可以在任何合适的温度下操作，并且通常在提升管出口20o处在150℃至580℃、优选地520℃至580℃的温度下操作。在一个示例性实施方案中，可能需要更高的提升管温度，诸如在提升管出口20o处不低于565℃，并且压力为69kPa(表压)(10psig)至517kPa(表压)(75psig)，但通常小于275kPa(表压)(40psig)。基于进入提升管底部的催化剂和进料烃的重量，催化剂与油的比率范围可以高达30∶1，但通常在4∶1和25∶1之间，并且范围可在7∶1和15∶1之间。通常不将氢气添加到提升管中。可以将等于进料的2重量％-35重量％的蒸汽通入提升管反应器12中。然而，通常，对于最大的汽油产量，蒸汽速率可以在2重量％和7重量％之间，对于最大的轻质烯烃产量，蒸汽速率可以在10重量％和15重量％之间。催化剂在提升管中的平均停留时间可小于5秒。
提升管反应器20中的催化剂可以是单一催化剂或不同催化剂的混合物。通常，催化剂包括两种组分或催化剂，即第一组分或催化剂和第二组分或催化剂。这样的催化剂混合物公开在例如US 7,312,370 B2中。通常，第一组分可包括FCC领域中使用的任何熟知的催化剂，诸如活性无定形粘土型催化剂和/或高活性结晶分子筛。沸石可用作FCC工艺中的分子筛。优选地，第一组分包括大孔沸石(诸如Y型沸石)、活性氧化铝材料、粘结剂材料(包括二氧化硅或氧化铝)和惰性填料(诸如高岭土)。
通常，适用于第一组分的沸石分子筛具有大的平均孔径。通常，具有大孔径的分子筛具有孔，其中孔的开口大于0.7nm，有效直径由大于10个、并且通常为12个构件环限定。合适的大孔沸石组分可包括合成沸石，诸如X和Y沸石、丝光沸石和八面沸石。第一组分(诸如沸石)的一部分可以具有任何合适量的稀土金属或稀土金属氧化物。
第二组分可包括中孔或较小孔沸石催化剂，诸如MFI沸石，例如ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其他类似材料中的至少一种。其他合适的中孔或较小孔沸石包括镁碱沸石和毛沸石。优选地，第二组分具有分散在基质上的中孔或较小孔沸石，该基质包括粘结剂材料(诸如二氧化硅或氧化铝)和惰性填料(诸如高岭土)。第二组分还可包括一些其他活性材料，诸如β沸石。这些组合物可以具有10重量％至50重量％或更高的结晶沸石含量和50重量％至90重量％的基体材料含量。优选包含40重量％结晶沸石材料的组分，并且可以使用具有更大结晶沸石含量的那些组分。通常，中孔和较小孔沸石的特征在于具有小于或等于0.7nm的有效孔开口直径和10元或更少元的环。优选地，第二催化剂组分是硅和铝的比率大于15、优选地大于75的MFI沸石。在一个示例性实施方案中，硅与铝的比率可以为15∶1至35∶1。
提升管反应器20中的总催化剂混合物可包含1重量％至25重量％的第二组分(包括中孔至小孔结晶沸石)，优选大于或等于7重量％的第二组分。当第二组分包含40重量％的结晶沸石且剩余为粘结剂材料、惰性填料(诸如高岭土)和可选的活性氧化铝组分时，催化剂混合物可包含0.4重量％至10重量％(优选含量为至少2.8重量％)的中孔至小孔结晶沸石，。第一组分可占催化剂组合物的剩余部分。在一些优选的实施方案中，混合物中的第一组分和第二组分的相对比例在整个提升管反应器20中可以基本不变。作为催化剂混合物的第二组分的高浓度的中孔或较小孔沸石可以改善对轻质烯烃的选择性。在一个示例性实施方案中，第二组分可以是ZSM-5沸石，并且催化剂混合物可包括0.4重量％至10重量％的ZSM-5沸石，不包括任何其他组分，诸如粘结剂和/或填料。
排气口40中的裂化的产物流可以在产物管线44中输送到FCC主分馏塔90。主分馏塔90与沉降器22下游连通。产物管线44中的气态裂化的产物流进料到FCC主分馏塔90的下半部分。主分馏塔90与提升管反应器20下游连通。主分馏塔90将裂化的烃流分馏成几种馏分。可以从主分馏塔90中分离并取出几种馏分，包括来自塔底管线93的重质浆油流、下侧管线94中的HCO流、中侧管线95中的LCO流和上侧管线98中的重质石脑油流。上侧管线98中的重质石脑油流的一部分可以作为用于汽油池或用于在石脑油产物管线110中进一步处理的重质石脑油产物回收，而上侧管线98中的重质石脑油流的另一部分可以取出并作为石脑油进料在循环管线106中循环到反应器中。
汽油和气态轻质烃在塔顶管线97中从主分馏塔90中除去，并且在进入主塔接收器99之前冷凝。从接收器99中的储槽中除去含水流。此外，在接收器塔底管线101中除去冷凝的不稳定轻质石脑油流，而在净塔顶管线102中除去净气态轻质烃流。塔底管线101中的轻质石脑油流的一部分可以回流到主分馏塔90，而包含轻质石脑油的净塔顶液体流可以收集在净塔顶液体管线104中。净塔顶液体管线104中的净塔顶液体流的一部分可以被取出用于在蒸气回收段(未示出)中处理以在轻质回收管线108中回收轻质烯烃，而净塔顶液体流的另一部分可以被取出并作为石脑油进料在循环管线106中循环到下降管反应器30中。净塔顶管线102中的净气态轻质烃流也可进入主分馏塔90下游的蒸气回收段(未示出)，以回收轻质烯烃。循环管线106中的循环流可以取自管线98中的重质石脑油流和净塔顶液体管线104中的净液体塔顶流中的轻质石脑油中的一种或两种。还预期，循环管线106中的循环流可以取自蒸气回收段(未示出)或者取自另一外部源，该蒸气回收段处理轻质回收管线108中的净塔顶液体流的一部分和/或净塔顶管线102中的净气态轻质烃流。
主分馏塔90将裂化的烃流分馏以在循环管线106中产生第二烃进料流。循环管线106中的第二烃进料流可以具有比新鲜进料管线8中的新鲜烃进料流更低的沸点范围。第二烃进料流可包含C5至C10烃。
轻质不稳定石脑油馏分优选地具有在C5范围内的初始沸点(IBP)；即，在0℃(32°F)和35℃(95°F)之间的初始沸点，以及大于或等于127℃(260°F)的温度的终点(EP)。可选的重质石脑油馏分具有刚好高于127℃(260°F)的IBP，以及高于204℃(400°F)、优选地在200℃(390°F)和221℃(430)之间°F)的EP温度。如果不取出重质石脑油馏分，则LCO流具有在C5范围内的IBP，或者在重质石脑油的EP温度下如果取出重质石脑油馏分，则具有在360℃(680°F)至382℃(720°F)范围内的EP。LCO流可具有在213℃(416°F)至244℃(471°F)范围内的T5和在354℃(669°F)至377℃(710°F)范围内的T95。HCO流具有刚好高于LCO流的EP温度的IBP，以及在385℃(725°F)至427℃(800°F)范围内的EP。HCO流可具有在332℃(630°F)至349℃(660°F)范围内的T5和在382℃(720°F)至404℃(760°F)范围内的T95。重质浆油流具有刚好高于HCO流的EP温度的IBP，并且包括在较高温度下沸腾的所有馏分。管线93中的浆油流的一部分可被冷却并在管线91中循环回到主分馏塔90。
管线94-96中的任一个或全部可被冷却并通常在较高的位置处泵送回到主塔90。具体地，侧流可从主分馏塔90侧面中的出口94o、95o或96o中取出。侧流可被冷却并返回到主分馏塔90以冷却主分馏塔90。热交换器可与侧出口94o、95o或96o下游连通。冷却后，管线96中的重质石脑油流可返回到主分馏塔90，而管线98中的重质石脑油产物流则被取出。汽油也可从轻质回收管线108和石脑油回收管线110中的轻质石脑油流中回收。
循环管线106中的石脑油流可作为第二烃进料流进料到下降管反应器30。下降管反应器30可包括室32、汽提段46和沉降器22。第二再生催化剂导管48中的第二再生催化剂流穿过控制阀并通过通常与第二再生催化剂导管48的端部连通的催化剂喷嘴50进入反应器30。第二再生催化剂导管48与反应器室32连接，用于将第二再生催化剂流递送到该室。
第二烃进料流穿过进料喷嘴52，并通过第二进料分配器54进料到反应器室32。具体地，催化剂喷嘴产生下降催化剂流，该下降催化剂流与第二进料分配器54分配的第二烃进料在反应器室32的***的接触腔56中相遇并接触。在第二烃进料流与第二再生催化剂流中的下降催化剂颗粒流之间的接触之后或同时，石脑油范围烃裂化，产生包括轻质烯烃的较轻烃和废催化剂。轻质烃和废催化剂的混合物从接触段56移动到较大体积的反应器室32中，并且倾向于膨胀并迅速分离成轻质烃流和第二废催化剂流。在反应器室32中，存在包括在16kg/m3(1lb/ft3)和80kg/m3(5lb/ft3)之间的催化剂密度的稀相条件。稀相条件存在于反应器室32上方的所有下降管反应器30中。第二废催化剂流受重力作用向下进入汽提段46中，而气态轻质烃流倾向于通过通气管34绕过沉降器22在通气管中上升，该通气管将轻质烃流输送到渐缩的气体导管25上方的增压室26。进入增压室26的轻质烃流与裂化的产物流一起在产物管线44中处理，并在主分馏塔90中分馏，以在净塔顶管线102和轻质回收管线108中提供轻质烯烃。
下降管反应器中催化剂与油的比率为5至20，并且偏向于产生轻质烯烃。第二再生催化剂与第二烃进料流之间的接触时间小于1秒。下降管反应器30中的温度在482℃(900°F)和593℃(1100°F)之间。
第二废催化剂流与从沉降器22、通气管34和浸入支管42下降的第一废催化剂流混合以提供混合的废催化剂流。混合的废催化剂流离开反应器室32进入汽提段46，在该汽提段中形成催化剂的密相。密相条件的特征在于催化剂的表观堆积密度在240kg/m3(151b/ft3)至800kg/m3(50lb/ft3)的范围内。汽提段46在用于第二再生催化剂导管48和反应器室32的催化剂喷嘴50与用于混合的废催化剂的废催化剂出口60o之间的塔底反应器室32处。汽提段46可包括挡板、填料或格栅，以促进用从分配器58分配的惰性气体诸如蒸汽从混合的废催化剂流中汽提挥发性烃。汽提的废催化剂可通过废催化剂出口60o离开，沿废催化剂导管60向下下降，通过控制阀并借助流化气体输送到再生器提升管62。在将附加的空气添加到废催化剂之后，空气提升气体分配器64将废催化剂沿着再生器提升管62提升，并通过废催化剂分配器72进入再生器70。
不可避免的副反应发生在提升管20和反应器室32中的催化裂化中，从而在催化剂上留下降低催化剂活性的焦炭沉积物。废催化剂或焦化催化剂需要再生以供进一步使用。
图1示出了被称为燃烧器的再生器70。然而，其他类型的再生器也是合适的。在催化剂再生器70中，通过催化剂分配器72引入诸如空气的含氧气体流，以使其与第一废催化剂流和第二废催化剂流的混合的流接触而燃烧沉积在催化剂上的焦炭，并提供再生催化剂和烟气。催化剂和空气沿位于催化剂再生器70内的燃烧器提升管74一起向上流动，并且在再生之后，最初通过经由再生器沉降器76排放而分离。使用催化剂再生器70内的至少一个旋风分离器78，可实现离开再生器沉降器76的再生催化剂和烟气的更精细分离。与烟气分离的催化剂通过旋风分离器78的浸入支管分配，而催化剂中显著较轻的烟气依次离开旋风分离器78，并通过烟气出口80离开再生器容器70。再生催化剂流回并通过第一再生催化剂导管14进入提升管反应器20，并流回并通过第二再生催化剂导管48进入下降管反应器30。循环再生催化剂导管75可使热的再生催化剂通过控制阀循环到再生器70的下部腔室。
由于焦炭燃烧，从再生器出口80在催化剂再生器70的顶部排出的烟气蒸气包含CO、CO2和H2O，以及较少量的其他物质。催化剂再生温度在500℃(932°F)和900℃(1652°F)之间。裂化和再生两者均在低于5个大气压的绝对压力下发生。
提升管反应器20裂化较重烃进料和下降管反应器30裂化较轻烃进料的协同使用实现了轻质烯烃和汽油的更高收率。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本发明的第一实施方案是一种用于催化裂化烃的方法，所述方法包括使新鲜烃进料流与向上上升的催化剂流接触，以产生裂化的烃流和第一废催化剂流；使所述第一废催化剂流与所述裂化的烃流分离；使第二烃进料流与向下下降的催化剂流接触，以产生轻质烃流和第二废催化剂流。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述裂化的烃流分馏，以产生所述第二烃进料流。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述第二烃流具有比所述新鲜烃进料流更低的沸点范围。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中将所述第一废催化剂流和所述第二废催化剂流混合。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括使所述第一废催化剂流和所述第二废催化剂流再生，以产生再生催化剂。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述向上上升的催化剂流包含所述再生催化剂。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述向下下降的催化剂流包含所述再生催化剂。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中使所述新鲜烃进料流与所述向上上升的催化剂流在提升管反应器中接触。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中使所述第二烃进料流与所述向下下降的催化剂流在反应器室中接触。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在沉降器上方的增压室中收集所述裂化的烃流和所述轻质烃流，以将所述第一废催化剂流与所述裂化的烃流分离。
本发明的第二实施方案是一种用于催化裂化烃的设备，包括提升管，所述提升管包括用于将新鲜烃进料流分配到提升管的第一进料分配器；与所述提升管反应器连接的第一再生催化剂导管，所述第一再生催化剂导管用于将第一再生催化剂流递送到所述提升管以与所述新鲜烃进料流接触；连接到所述提升管的上端的沉降器，所述沉降器用于使裂化的产物与废催化剂分离；在所述沉降器下方的反应器室；与所述反应器室连接的第二再生催化剂导管，所述第二再生催化剂导管用于将第二再生催化剂流递送到所述室；以及第二进料分配器，所述第二进料分配器用于将第二烃进料流分配到所述反应器室以与所述第二再生催化剂流接触。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括再生器，所述再生器用于使废催化剂再生并将再生催化剂传递到所述第一再生催化剂导管和所述第二再生催化剂导管。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，其中所述沉降器包括具有连接到所述提升管的出口的切向设置的入口管道的圆柱形壁和设置在所述沉降器上方以用于收集产物气体的增压室。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括从所述反应器室延伸到所述增压室以将所述轻质烃流输送到所述增压室的通气管。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括具有连接到所述增压室的进气管道和连接到所述反应器室的浸入支管的旋风分离器。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括在用于所述第二再生催化剂导管的催化剂喷嘴与用于废催化剂的出口之间的所述反应器室的底部处的气提段。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括与所述沉降器下游连通的主分馏塔。
本发明的第三实施方案是一种用于催化裂化烃的方法，所述方法包括将新鲜烃进料流进料到提升管反应器；使所述新鲜烃进料流与向上上升的催化剂流在所述提升管反应器中接触，以产生裂化的烃流和第一废催化剂流；使所述废催化剂流与所述裂化的烃流分离；将第二烃进料流进料到反应器室；使所述第二烃进料流与向下下降的催化剂流接触，以产生轻质烃流和第二废催化剂流；以及在所述反应器室上方的增压室中收集所述裂化的烃流和所述轻质烃流。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括将所述裂化的烃流分馏，以产生所述第二烃进料流。本发明的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任一个或所有实施方案，还包括使所述第二废催化剂流再生，以产生再生催化剂；所述向上上升的催化剂流包含所述再生催化剂，并且所述向下下降的催化剂流包含所述再生催化剂。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员通过使用前面的描述可最大程度利用本发明并且可容易地确定本发明的基本特征而不脱离本发明的实质和范围以作出本发明的各种变化和修改，并且使其适合各种使用和状况。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于催化裂化烃的方法，包括：
使新鲜烃进料流与向上上升的催化剂流接触，以产生裂化的烃流和第一废催化剂流；
使所述第一废催化剂流与所述裂化的烃流分离；以及
使第二烃进料流与向下下降的催化剂流接触，以产生轻质烃流和第二废催化剂流。
2.根据权利要求1所述的方法，还包括将所述裂化的烃流分馏，以产生所述第二烃进料流。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二烃流具有比所述新鲜烃进料流更低的沸点范围。
4.根据权利要求1所述的方法，其中将所述第一废催化剂流和所述第二废催化剂流混合。
5.根据权利要求1所述的方法，还包括使所述第一废催化剂流和所述第二废催化剂流再生，以产生再生催化剂。
6.根据权利要求5所述的方法，其中所述向上上升的催化剂流包含所述再生催化剂。
7.根据权利要求5所述的方法，其中所述向下下降的催化剂流包含所述再生催化剂。
8.根据权利要求1所述的方法，其中所述新鲜烃进料流与所述向上上升的催化剂流在提升管反应器中接触。
9.根据权利要求1所述的方法，其中使所述第二烃进料流与所述向下下降的催化剂流在反应器室中接触。
10.一种用于催化裂化烃的设备，包括：
提升管，所述提升管包括用于将新鲜烃进料流分配到提升管的第一进料分配器；
与所述提升管反应器连接的第一再生催化剂导管，所述第一再生催化剂导管用于将第一再生催化剂流递送到所述提升管以与所述新鲜烃进料流接触；
连接到所述提升管的上端的沉降器，所述沉降器用于使裂化的产物与废催化剂分离；
在所述沉降器下方的反应器室；
与所述反应器室连接的第二再生催化剂导管，所述第二再生催化剂导管用于将第二再生催化剂流递送到所述室；以及
第二进料分配器，所述第二进料分配器用于将第二烃进料流分配到所述反应器室以与所述第二再生催化剂流接触。
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